化工原理课程设计一、设计题目甲醇-水连续精馏塔的设计二、设计条件1、常压操作：p=１atm2、进精馏塔的料液含甲醇61％（质量）,其余为水3、产品的甲醇含量不得低于99％(质量)4、残液中甲醇含量不得高于３%（质量）5、生产能力为日处理（24h）66.5吨粗甲醇三、设计内容3.１:设计方案的确定及流程说明３.1.１:选择塔型精馏塔属气—液传质设备。

气—液传质设备主要有板式塔和填料塔两大类。

该塔设计生产时日要求较大,由板式塔与填料塔比较知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大,液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。

筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，制造维修方便，造价低,相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。

本次设计为分离甲醇与水,所以由各方面条件考虑后，本次设计应用筛板塔。

３.1.２：精馏方式由设计要求知,本精馏塔为连续精馏方式3．1.3：装置流程的确定为获取也液相产品，采用全凝器。

含甲醇61％(质量分数)的甲醇-水混合液经过预热器,预热到泡点进料。

进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品经产品冷却器冷却后流入甲醇贮存罐，一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品经釜液冷却器冷却后流入釜液贮存罐。

3.1．4:操作压强的选择常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益，在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。

3．1.5:进料热状态的选择泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。

饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响,塔的操作比较容易控制。

此外，泡点进料,提馏段和精馏段塔径大致相同,在设备制造上比较方便。

冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。

所以根据设计要求,可采用泡点进料，q＝1。

3.1．６：加热方式本次采用间接加热,设置再沸器3.1.7:回流比的选择选择回流比,主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用最低，一般经验值为：Ｒ＝(1.2~2)Rｍｉn经后面简捷法计算对应理论板数N时,可知,R=２Rmin时,理论板数最少，所以回流比选择为最小回流比的2倍。

3.2:二元连续板式精馏塔的工艺计算 3.２.1:相对挥发度的确定 根据安托因方程Ct BA p +-=0log塔顶产品浓度为9９%,因此，可近似看成纯甲醇溶液;同理,塔底浓度为3％可近似看成纯水溶液。

所以,塔顶温度为甲醇沸点为6４．6℃,塔底温度为水的沸点100℃。

因此塔底的相对挥发度aW=３.497 塔顶的相对挥发度a Ｄ=4.1３8804.3==W D m ααα3.2.2：全塔物料衡算 总物料：F=D+W易挥发组分：FxF ＝D ｘD ＋WxWF 、Ｄ、W:分别为进料、馏出液和釜液的流量（k ｍｏｌ/h ）x Ｆ、xD 、xW:分别为进料、馏出液和釜液中易挥发组分的组成、摩尔分率由操作条件得;h F /kmol 475.86042.322410005.66=⨯⨯=4677.01839.0042.3261.0042.3261.0=+=F x 98.01801.0042.3299.0042.3299.0=+=D x 017.01897.0042.3203.0042.3203.0=+=W x 即:86.475=D ＋W86.47５＊０.467７=０.９8D+０.01７W解得：D=４0.752kmol/h W=45.7２3３ｋm ｏl/h 3.2.3:平衡线方程xxx x 804.21804.3)1(1y +=-+=αα３.2．4：精馏段操作线方程 已知q=１、即ｘｅ=xF ＝0.4677 a=３.80４即7698.04677.0804.214677.0804.3)1(1y =⨯+⨯=-+=x x e αα即4103.04677.098.07698.098.01min min=--=--=+F D e D x x y x R R解得：Rm ｉn=0．６9５8 即R=2Rmin=1.3９16所以精馏段的操作线方程为4098.05819.0111y 1+=+++=+n D n n x x R x R Rｘn:见第八页 y ｎ+1:同上３．2.5：提馏段操作线方程00798.04691.1)1()1(y 1-=+--++=+n w n n x x DR DF x D R F RD３.2.6：理论板数的求算 (1）逐板计算法第一层板上升蒸汽组成等于塔顶产品组成：y1＝x Ｄ=0.98 根据操作线方程以及平衡线方程可得如下： y1 ０.9８ x １ 0.９27960０03 y2 0.９4978 ｘ2 0.832543565 ｙ3 0.894257 ｘ3 0.6897454４5y4 ０.8１１1６３ ｘ4 0.５3034537１y5 ０.７18408x ５ 0.40１43852 x5<xFｙ６ 0.581773 ｘ6 0．2677６4２1y ７ ０.385392 x7 0.141５１３587y8 ０.１9９9１８ x8 ０．０6１６37695ｙ9 0.08257２ x9 0．02３11３41４y １0 ０.0２597６x1０ 0.006961８８1 x10<xW即:可知理论板数为1０块 第5层理论版为进料板 精馏段理论板数为4层 提馏段理论板数为5层 （２）直角梯级图解法 (3)简捷法Ｒmi ｎ=0.6９5895.5804.3lg 017.0983.002.098.0lg lg )1)(1(lg min=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--=αw w D D x x x x N 根据吉利兰经验关联图以及关系式求得：R (R-Ｒmi ｎ)/（R+１）(N-5.95)/(N+1)Ｎ1.2Ｒmin ０.８35 0.０７585831１０.577７３34５9 １5.4587９８７31.３Ｒｍｉn ０.9０454 0.１096012６９ 0.５387１4７414.0665９８９11.4Rmin 0．9７412 0.14０984337 0.５047938９８ 13.034５605 １.５Rｍin １．０437 ０．１７023046４ ０．4912.62745０９81.６Ｒmin １.11328 ０.1９7550７27 0.4812．365３84621.７Ｒｍin 1.1８286 0.2２３１2928９ ０.４6１1.8703７０3７１.８Rｍin１.25244 0．2４71275５9 ０.4４11.４1０7１429 1.9Rm ｉn １.３2２02 ０．２696876 0.42511.08695652 ２Ｒmi ｎ 1.３9１６ 0.２9０934９３９ 0.4１0．58333３３3可知:R=2R ｍin 时 理论板数最少 ｘＦ=0.4６7７由甲醇-水气液平衡数据可知 ３48.5１Ｋ x1=0.４ 3４6．3１Ｋ x2＝0．５ 即用内插法算5.0-4677.031.346-5.0-4.031.346-51.348T =ｘF=０.4６77时 Ｔ=３47．02K=7３.87℃ 即由安托因方程得aF=3.９4 aD=4．1３８038.4138.494.3,m =⨯==D F ααα即88.2038.4log 4677.05323.002.098.0(log log )1)(1(log ,min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--=mF F D D x x x x N α精即精馏段理论板数为３层加料板为第4块板3.2.７：塔效率的估算（１）Ｄric ｋarn ｅr 法塔顶温度64.6℃ 塔釜温度１00℃ 平均温度为℃82156.355115.2736.6415.273100ln 6.64100ln1212==++-=-=K T T T T T 即82℃下μ甲醇=0.272m ｐa.s μ水＝0.３４８5ｍp ａ.s即s mpa x Li fi .3127.03485.0)4677.01(272.04677.0m =⨯-+⨯==∑μμ481.03127.0lg 616.017.0lg 616.017.0=⨯-=-=m T E μ（2)O ’ｃonnell 法μL=０.46７7*０.2７２+（1－0.4677）＊0．3485＝0.３１２7 82℃下的相对挥发度ａ为a=3．７8747.049.0245.0-==）（L T E αμ实际塔板数为28.2147.010==N 约为２2块3．３：塔和塔板主要工艺尺寸的设计 3.3．１：塔径的计算 (１）精馏段精馏段平均温度为℃21.6936.34215.2736.6415.27387.73ln6.64-87.73==++=K T m查t-ｘ-y 图得 xa ＝0.72，ya ＝0.8７8查表得：p 甲醇=0.７5g/cm ３ p 水=０．９78g ／cm3 液相平均分子量:Ml=X ａM 甲醇+(１－Xa) M 水=０.7２*32.0４2+(１-0．７2)*18=28.１1ｋｇ/k ｍol气相平均分子量：Mv= y ａM 甲醇+(1－ya ） M 水=0．878*32．042+（1－0.878）*１8=3０.33k ｇ/kmol 液相密度：3/kg 7833/783.0978.0)72.01(1875.072.0042.3211.28a a l m cm g b MbXb Xa M M L ==-⨯+⨯=+=ρρρ气相密度3/079.13m /g 42.107936.342314.833.3010013.15m kg RT PM V V ==⨯⨯⨯==ρ液相体积流量s m M L L L S /31066.5783360011.28752.403916.13600l 4-⨯=⨯⨯⨯=⨯⨯=ρ气相体积流量s m Mv V V V S /3761.0079.1360033.30752.403916.23600=⨯⨯⨯=⨯⨯=ρ即气液动能参数02.0079.1783761.01066.54-=⨯==V L S S LVV LF ρρ 取塔板间距H Ｔ=0.45m 、板上液层高度hl=０.07m那么分离空间:ＨＴ- h1＝0．45－0.07=0．38m 即由史密斯关联图得： Ｃ20=0.078即69.21℃时μa ＝1７.89ｍＮ/ｍ μb=64.4５m Ｎ/m液相平均表面张力：927.3045.6428.089.1772.0x =⨯+⨯==∑i i μμｍＮ/m085.0202.020==）（σC CＣ:负荷系数 s CV V L /m 288.2079.1079.1-783085.0max ==-=ρρρμ μma ｘ：最大空塔气速令μ=0.7μmax=0．７*２.2８８=１．6m/ｓ 根据流量公式计算塔径Ｄm 778.06.1761.044s=⨯⨯==ππμV D圆整取0.8m塔截面积A=222m 5.028.02=⨯=⨯π）（π）（D 实际空塔气速s m A V s /522.15.0761.0===μ (2)提馏段提馏段平均温度为℃’777.86927.35915.27387.7315.273100ln87.73-100m ==++=K T查t-x －y 图得 xa ’＝0.111,y ａ’＝0．44３查表得:p 甲醇’＝0.728g/cm3 p 水’=0．９６7g/cm3 液相平均分子量：M ｌ’=Xa ’Ｍ甲醇+(1-X ａ’) M 水=０.111*32.0４２+（１－0.１1１）*１8=19.559ｋg/k ｍｏl 气相平均分子量： Mv ’= ya ’M 甲醇+（1-ya ’) M 水＝０.4４3*32.042+(1-0.４４3）*１8=２4.２21kg ／kmol 液相密度：3/kg 9133/913.0967.0)111.01(18728.0111.0042.32559.19a a l m cm g b MbXb Xa M M L ==-⨯+⨯=+=ρρρ’气相密度3/82.03m /g 93.819927.359314.8221.2410013.15m kg RT PM V V ==⨯⨯⨯==’ρ液相体积流量L ’＝Ｌ＋ｑFs m M L L L S /3105.89133600559.19475.86752.403916.13600l 4-⨯=⨯⨯+⨯=⨯⨯=）（’’ρ气相体积流量 V ’=V-(1－q ）F=Vs m Mv V V V S /38.082.03600221.24752.403916.23600=⨯⨯⨯=⨯⨯=ρ’即气液动能参数035.082.09138.0105.84-=⨯==’’’’’V L S S V L F ρρ 取塔板间距H Ｔ=0．45m 、板上液层高度hl=0．07m 那么分离空间:ＨＴ－ h1=０.45-0．07=０．3８m 即由史密斯关联图得: C2０’＝０.082 ８6.7７7℃时μa=16．17 mN/m μb=６1．31mN/m 液相平均表面张力：3.5631.61111.0-117.16111.0x =⨯+⨯==∑）（i i μμmN/m1.0203.56082.02.0==）（’C s C V V L /m 34.382.082.0-9131.0max ==-=’’’’’ρρρμ μｍax ：最大空塔气速令μ’=0.７μｍax ’＝0.7*3.34=２.34ｍ/s 根据流量公式计算塔径Dm 66.034.28.044s =⨯⨯==π’π’’μV D 圆整取0.8m 塔截面积A ’=222m 5.028.02=⨯=⨯π）（π）’（D 实际空塔气速s m A V s /6.15.08.0===’’’μ 3．3.２：塔高的计算m 83.345.047.04=⨯==T T T H E N Z 精 m 787.445.047.05=⨯==T T T H E N Z 提 此外在精馏段和提馏段分别设2人孔,人孔处板间距为0.7m 令塔顶空间为1.5ＨT=2.５*0.45=1.1２5m 令塔底空间为1．4m L ’＝0．00085m3/ｓHd=m 4.15.000085.06076.13=⨯⨯=⨯A L ’τ所以塔高为Z=ｚ精+z 提+（0.7-０.45）*4+0.675+2=3.83+4.７8７+0.5＋1.１２5+1.4=1２.64２m 约为１2．7m3.3．3：溢流装置与液体流型选用单溢流，弓形降液管。